【38页】【毕业设计】年产一万吨乙苯生产装置的工艺设计.doc文档下载

例如工业上可以利用乙烯与水的加成反应，即乙烯水化法制取乙醇。

聚合反应在适宜的温度压强和有催化剂存在的条件下，乙烯的碳碳双键中的个键可以断裂，分子间通过碳原子的相互结合能形成很长的碳链，生成聚乙烯。

„„„„这个反应可以表示成聚乙烯的分子很大，相对分子质量可达几万到几十万，这种相对分子质量很大的化合物属于高分子化合物，简称高分子或高聚物。

由相对分子质量小的化合物分子结合成相对分子质量大的高分子的反应叫做聚合反应。

在聚合反应中，由不饱和的相对分子质量小的化合物分子结合成相对分子质量大的化合物的分子，这样的聚合反应同时也是加成反应，所以这种聚合反应叫做加成聚合反应，简称加聚反应。

乙烯聚合成聚乙烯的反应就属于加聚反应乙烯的主要规格乙烯的含量体积含量体积原料乙烯的主要用途乙烯是石油化学工业最重要的基础原料，它主要用于制造塑料合成纤维有机溶剂等。

从世纪年代以来，世界上乙烯工业得到迅速的发展。

乙烯工业的发展，带动了其他以石油为原料的石油化工的发展。

因此个国家乙烯工业的发展水平，已成为衡量这个国家石油化学工业水平的重要标志。

我国的乙烯工业从无到有，近十几年来发展较快，已新建和改造成批以年产万吨万吨万吨乙烯为主的乙烯生产装置，从年至年，年间我国的乙烯年生产能力从上升为，增加了倍，些规模更大技术先进的乙烯生产装置正在建设中。

乙烯除了是石化工业的重要原料之外，还是种植物生长调节剂，用它可以催熟果实。

在长途运输中，为了避免果实发生腐烂，常常运输尚未完全成熟的果实，运到目的地后，再向存放果实的库房空气里混入少量乙烯，这样就可以把果实催熟。

无水的规格含量含量外观白色或淡黄色粉末颗粒度乙苯生产方法评述和选择乙苯的工业生产在世界上有很多方法，但由于资源限制，经济价格昂贵催化剂或技术上的落后等原因。

目前，我国大都采用两大类中几种方法来生产乙苯。

类是从石油裂解所得的裂解汽油及铂重整所得的重整产物中所含的馏分中分离制得另类是采用苯和乙烯为原料的烷基化法生产。

由芳烃分离生产乙苯石油裂解制乙烯丙烯时副产的裂解汽油，催化裂化制得的裂化汽油以及铂重整制得的重整油中所得的碳八馏分中都含有定量的乙苯，将此馏分用超精馏塔塔板数达块进行精馏，可制得纯度达的乙苯，该法生产乙苯的操作费用相对低廉，但产量太少，而且设备操作费用高。

苯的烷基化生产乙苯芳烃的烷基化法是指在芳烃分子中，苯环上的个氢或几个氢被烷基取代而生成烷基苯的反应，烷基化的主要目的是用来制取乙苯异丙苯和十二烷基苯等重要的有机化工原料。

在烷基化反应中，用于提供烷基的物质称为烷基化剂，般采用的有烯烃，如乙烯丙烯十二碳烯等。

有时也可用卤代烃醇醚等作烷基化剂。

由于所用的烷基化剂的不同，烷基化方法也不同，其中最常用最重要的方法是用烯烃作为烷基化剂以生产各种重要的烷基苯的过程，其反应通式为在反应过程中，除得到所需的烷基苯外，还生成些多烷基苯副产物甚至生成四烷基苯五烷基苯以及少量的稠环化合物。

苯烷基化法生产乙苯就是采用苯为原料，乙烯为烷基化剂的生产方法，该法在具体生产过程中由于采用的催化剂不同，又可分为以下几种方法气液相烷基化法此法是国内外最普遍采用的生产乙苯的方法。

用无水作催化剂，作助催化剂，反应温度为，在常压或下进行连续操作，反应器的型式多为鼓泡式气液相反应器，在进行烷基化反应的同时，还可进行多烷基的脱烷基反应。

该法有以下优点反应原料乙烯和苯来源都广泛，而且经济也合理。

反应温度和压力都较低，故操作条件缓和，不需加压和耐高温设备，生产工艺成熟，生产安全。

乙烯的转化率高，收率高，以乙烯计。

进行烷基化的同时，可使多烷基化产物进行脱烷基化反应。

苯的乙烯配比小，即需从烷基化液中分离循环的苯量少。

产品纯度高，废料少。

可采用较低浓度的乙烯。

其缺点是由于复合体中有存在，所以，对设备腐蚀严重另外，催化剂的耗量相对也较大，原料中水分对反应影响较大，因此，循环苯必须干燥。

气固相烷基化法该法采用固体磷酸作催化剂，在温度为，压力为条件下进行连续操作。

在进行烷基化反应的同时，不能使生成的多烷基苯脱烷基。

为防止高沸点物质生成而使催化剂活性降低，须使用过量苯乙烯与苯的比为。

因此产率虽可高达，但未反应的苯却大量增加，动力消耗较多。

此法有以下优点催化剂易处理价廉且无腐蚀性。

对设备材质要求不高操作方便。

缺点是未反应苯循环量大，耗动力多，不能进行脱烷基化反应，催化剂活性迅速下降，设备要求耐高压，总之，生产不够经济，故现已较少采用。

低浓度乙烯气固相烷基化法此法可用低浓度乙烯为原料含乙烯的原料均可，所用催化剂为氟化硼和过渡族金属的氟化物，如铁的氟化物与氟化氢的混合物，反应温度为，压力为，乙烯可转化，得到以上的高纯度的乙苯产品。

此法有以下优点可以在进行烷基化的同时使多烷基苯进行脱烷基化反应，生成单乙苯。

可使用低浓度的乙烯为原料，气体中乙炔不须除去，但所含硫化物与水分必须除去。

缺点是此法催化剂制备条件较严格，费用较大。

莫比尔巴杰尔法年莫比尔公司和巴杰解之得提馏段板数精馏段板数加料板从顶部数起的第块板塔内气液相负荷的计算精馏段假设为恒摩尔流为便于计算，塔顶以纯苯计，查得时的苯的物性参数如下气体流量液体流量液气流动参数选塔板间距，查图下册得气相负荷因子为提馏段假设为恒摩尔流是泡点进料ˊˊ查得时的各组分的物性参数如下因有些数据无法查得，故以乙苯为主，且提馏段中有些计算就以精馏段计算为准塔径的计算泛点气速为取实际气速为泛点气速的，则ˊ气体的流通截面即塔的横截面积扣除降液管所占面积ˊ为ˊˊ假定板上液流方式取单流型也称径流型，并取堰长为塔径的倍，查图下册得降液管的截面积ˊ对塔的横截面积ˊ的比值为ˊˊ故气体流通截面积ˊ对于塔的横截面之比为ˊˊˊˊ塔径ˊ为取实际塔径为塔的横截面积为气体通道截面为降液管横截面为经面积校核后的实际气速为实际气速与泛点气速的比值为堰的计算已求得塔径为，流体流量为，在此情况下，按与册表数据，原所选单流型合适，已取堰长为塔径的倍，得堰长为堰液头的计算堰上液层高度由查得下册图液流收缩系数为泡沫层沉清高度板上液层高度下册弗朗西斯公式得泡沫层高度降液管底缝隙高度适用于平直堰，最小不能低于取堰高，则堰高和堰液头之和为液沫夹带量的计算由液气流动参数和泛点百分率查图下册。

已知泛点百分率为查得液沫夹带分率液体，即夹带百分率为所以在此情况下，不会发生过量液沫夹带，对板效率影响甚微，满足工艺要求。

筛孔直径和塔板布置取筛孔直径般在，推荐使用筛孔间距在有效截面上塔板的开孔率为开孔区面积筛孔面积取塔板上安定区宽度，边缘区宽度，按已知堰长和塔径比值，查下册图得鼓泡区宽度的值值为鼓泡区半径的计算塔板上开孔区有效面积总为开孔区面积塔板面积为筛孔总面积筛孔数个气流通过筛孔的气速为气液通过塔板的压降气液通过塔板的压降由气流通过干板的压降和液层的压降所组成干板压降式取筛孔厚度为，则板厚孔径已知筛孔总面积，气体流通面积自由截面百分率由查图下册得孔流系数液柱气流通过液层的压降下册式式中充气系数可按鼓泡截面上的气体动能因子查图得到查图得液柱气体通过块塔板的总压降液柱液面落差下册式平均液体宽度液体流通长度ˊ泡沫层高度根据下册得远小于式中单位为落差很小，满足工艺要求液体在降液管内的停留时间已求得降液管截面积秒秒停留时间足够降液管不发生液泛的校核式中降液管内液层高度堰高堰上液层高度液体通过降液管的压降液体通过块板的压降。

式中降液管底部与塔板之间的缝隙宽度般不宜小于液体流经降液管底部缝隙的压降液体流经进口堰的压降液体流经进口堰时的最窄截面。

上述计算中，取为防止液泛，降液管的总高度应大于管内泡沫层的高度，即为相对泡沫密度，般情况下可取下册不会发生液泛降液点气速的计算板上清液层高度用式式中动能因子平均液流宽度为漏液点气速的计算由查图得干板压降为液柱用式计算漏液点气速得式中孔流系数，已求得实际孔速为筛板塔的稳定系数为依据所以不会发生漏液塔高块塔板，安个人孔，孔径，裙座取，第块板到塔顶取，板间距，所以塔高总塔顶冷凝器负荷塔顶苯含量为就用纯苯的汽化潜热计算的冷凝热，查手册图得苯乙苯的汽化潜热分别为塔底再沸器的负荷，塔釜温度，查得苯乙苯二乙苯三乙苯的汽化潜热分别为苯蒸出塔主要工艺条件汇总表项目单位数量项目单位精馏段进料流量塔板型式筛板温度流程数程单压力泛点气速状态液体分率实际气速塔顶流量塔横截面温度气流通道截面压力降液管截面塔底流量堰高温度堰长压力开孔率塔顶冷凝负荷冷筛孔直径塔底再沸负荷再筛孔数个最小回流比气体通过筛孔气速实际回流比干板压降最小理论板数块气体通过液层压降理论板数块气体通过塔板总压降板效率η在降液管停留时间实际塔板数块降液管内液层高度塔内径漏液点气速精馏段塔板数块塔高总提馏段塔板数块液流管间隙加料板位置块第块堰液头板间距乙苯精馏塔乙苯精馏塔物料衡算取乙苯为轻关键组分，二乙苯为重关键组分塔顶乙苯质量顶压柱绝塔底乙苯质量底压柱绝乙苯精馏进料即苯蒸出塔塔釜出料，具体如下组分苯乙苯二乙苯三乙苯合计质量解之得计算结果表如下塔顶塔釜组